化工原理 第九章 蒸餾

1、1,第九章 蒸餾,9.1 概述9.2 二元物系的氣液相平衡9.3 蒸餾方式9.4 二元連續(xù)精餾的分析和計算9.5 其他精餾方式9.6 多元精餾,2,9.1概述,蒸餾過程通常以如下方法進行分類：１、根據(jù)被蒸餾的混合物的組分數(shù)，可分為二元蒸餾和多元蒸餾。２、根據(jù)操作過程是否連續(xù)，可分為間歇蒸餾和連續(xù)蒸餾。３、根據(jù)操作壓力，可分為常壓蒸餾、加壓蒸餾和減壓蒸餾。４、根據(jù)操作方式，可分為簡單蒸餾、平衡蒸餾和精餾。根據(jù)被分離物系

2、的一些特殊要求，精餾還包括水蒸氣精餾、間歇精餾、恒沸精餾、萃取精餾、反應精餾等等。,3,若氣液平衡時總壓Ｐ不是很高（ ），則氣相克永道爾頓分壓定律來描述：,一、理想物系的氣液平衡對較易揮發(fā)組分A與較難揮發(fā)組分B形成的A、B溶液來說，它們之間滿足：,9.2二元物系的氣液相平衡,根據(jù)相律，用于描述相平衡物系的自由度數(shù) 應該滿足一下關系式：,對于二元理想物系，組成中可略去下標Ａ，有,4,對二元溶液若氣相符合道爾

3、頓分壓定律，則有或,對二元溶液，有，　顯然對理想溶液，根據(jù)拉烏爾定律就有,二、揮發(fā)度和相對揮發(fā)度,若混合物是理想溶液，則有,5,根據(jù)溶液的蒸汽壓偏離拉烏爾定律的方向，一般可將非理想溶液分成兩大類：１、正偏差溶液當異分子間吸引力 小于同分子間吸引力 和 時，溶液中組分的平衡分壓比拉烏爾定律預計的高，即 ， 。屬于該類的物系較多，有甲醇－水、乙醇－水、苯－

4、乙醇等。２、負偏差溶液當異分子間吸引力 大于同分子間吸引力 和 時，溶液中組分的平衡分壓比拉烏爾定律預計的低，即 ， 。屬于該類的有硝酸－水、氯仿－丙酮等物系。,三、非理想物系的氣液平衡,6,9.3蒸餾方式,9.3.1簡單蒸餾 簡單蒸餾的基本流程如圖所示。一定量的原料液投入蒸餾釜中，在恒定壓力下加熱氣化，陸續(xù)產(chǎn)生的蒸汽進入冷凝器，經(jīng)

5、冷凝后的液體（又稱餾出液）根據(jù)不同要求放入不同的產(chǎn)品罐中。因上述流程很簡單，故稱其為簡單蒸餾，它是較早的一種蒸餾方式。,7,上式可變成 此式形式簡單，且對多元理想物系也適用。,根據(jù)物系的相平衡情況，可分為以下三種情況來計算：（１）理想物系， 為常數(shù)。,簡單蒸餾的計算要借助物料恒算關系和相平衡關系。,有：整理得,8,３）若平衡關系不能用簡單的數(shù)學公式表示，則采用數(shù)值積分或圖解積分求取。利用上述關系確定 或

6、 后，某段時間內餾出液的總量 和平均組成 就可以根據(jù)以下的物料恒算關系確定：,２）若在操作范圍內，相平衡關系可近似用直線 表示，則對稀溶液，相平衡關系通?？捎猛ㄟ^原點的直線來表示；若蒸餾濃度變化區(qū)域不大，則可用直線近似代替曲線。,9,9.3.2平衡蒸餾平衡蒸餾又稱閃蒸，其基本流程如圖所示。原料液經(jīng)泵加壓后連續(xù)地進入加熱器，在加熱至一定溫度后（高于分離器內壓力下的泡點）流經(jīng)一節(jié)流閥減壓

7、至預定壓力。由于壓力的突然降低，液體處于過熱狀態(tài)，高于泡點的顯然隨即轉化為潛熱－使部分液體氣化。氣、液混合物在分離器中分開：頂部為氣相產(chǎn)品，其中的易揮發(fā)組分得到提濃，經(jīng)冷凝后收集；底部為液相產(chǎn)品，其中的難揮發(fā)組分得到提濃。,10,由于ｙ，ｘ間達到氣液平衡，它們之間滿足相平衡關系。因此對 為常數(shù)的理想物系，可聯(lián)立上面兩式求解ｙ和ｘ。,平衡蒸餾的計算也要借助物料恒算關系和相平衡關系。通常已知原料液的流量Ｆ，組成 以及閃蒸后的氣

8、相流量Ｖ（或液相流量Ｌ），根據(jù)物料恒算有： 若令１kmol料液經(jīng)平衡蒸餾后產(chǎn)生的液相量為ｑ kmol，則氣相量為（１－ｑ）kmol，上式變?yōu)?11,一、平衡級蒸餾平衡級蒸餾的流程如圖９－７所示，即讓流量為Ｖ和Ｌ（摩爾流率）、組成為 和 的蒸氣和液體在某一設備中進行接觸。一個較為常用的氣液兩相接觸設備時如圖９－８所示的塔板。若兩股流體接觸足夠充分，離開時氣液兩相達到相平衡，責成這種設備為一個平衡接觸級，簡稱平衡級

9、。,9.3.3精餾,12,經(jīng)過該接觸級后，離開的氣液組成ｙ，ｘ滿足： ， ，也就是說氣相和液相都得到了提濃。,若兩組分的摩爾氣化潛熱近似相等，且組成改變時顯熱變化、混合熱以及熱損失可忽略不計或相互抵消，則有 ， 。一個平衡級蒸餾可能達到的分離程度同樣由物料恒算關系和相平衡關系所決定。對易揮發(fā)組分做物料恒算有,雖然平衡級蒸餾與平衡蒸餾在計算方

10、法上基本相同，但這兩個過程的實質有著重要的區(qū)別：平衡蒸餾是傳熱過程，過程速率受傳熱速率控制；而平衡級蒸餾為伴有傳熱傳質過程，過程受傳質控制，而且它與外界無需進行直接的熱量交換。因此有可能也有必要將多個接觸級蒸餾傳接起來，以實現(xiàn)混合液的高純度分離，這就是精餾的基本思路。,13,二、精餾原理圖９－９時一個典型的板式連續(xù)精餾塔。塔內有若干層塔板，每一層就是一個接觸級，它為氣液兩相提供傳質場所?？傮w來看，全塔自塔底向上氣相中易揮發(fā)組分濃度逐級

11、增加；自塔頂向下液相中難揮發(fā)組分濃度主機增加。因此只要有足夠多的塔板數(shù)，就能在塔頂?shù)玫礁呒兌鹊囊讚]發(fā)組分Ａ，塔底得到高純度的難揮發(fā)組分Ｂ。,14,9.4.1全塔物料恒算從整體來看，無論塔內的操作狀況如何，連續(xù)精餾過程的加料、餾出液、釜液的流率和組成受到全塔物料恒算關系的約束。對圖９－９所示的二元連續(xù)精餾塔作物料恒算，有總物料恒算 易揮發(fā)組分物料恒算,餾出液產(chǎn)率,揮發(fā)組分： 難揮發(fā)組分：,9.4 二元連續(xù)精餾的分

12、析和計算,15,9.4.2操作線方程,為簡化精餾計算，并了解過程的實質，通常引入以下兩個基本假定：（1）理論板假定　 對板式塔，一層塔板就是一個接觸級，通常把能夠起一個平衡蒸餾級作用的塔板稱為一層理論板。在理論板上，不管進入該板的組成如何，離開該板時氣液兩相一定達到相平衡?；谶@個假定，精餾計算中可略去傳質速率方程。（2）恒摩爾流假定　 認為易揮發(fā)組分與難揮發(fā)組分的摩爾氣化潛熱相等，其他熱效應則可忽略不計或相

13、互抵消，這樣液體氣化和氣體冷凝所需的熱量剛好相互補償，使得流經(jīng)每一塊塔板的氣液兩相摩爾流率保持不變。,16,對圖９－１０種虛線所劃定的區(qū)域作物料恒算得 從而有,一、精餾段操作線方程精餾段的操作情況的分析如圖９－１０所示。,令回流比 ，則有 ； ，代入上式得,17,從圖可以看出，上式右邊中的分子表示經(jīng)過第ｎ塊塔板氣相的提濃程度，分母表示經(jīng)過第ｎ塊塔

14、板液相的提濃程度。所以當物系和操作壓力確定時，精餾段的斜率決定了精餾段的分離能力。若回流比增大，則斜率增大，操作線便會向靠近對角線的方向移動，使得精餾段內塔板的分離能力提高。所以說提高精餾段訥的液氣比對精餾段的分離有利。,將下標ｎ去掉寫成方程的形式為　表示了精餾段內任意位置處下降液流和上升氣流組成之間的關系，叫做精餾段操作線方程，若對精餾段內任一塔板（第ｎ層）列物料恒算式，可得,18,對圖９－１２中虛線所劃定的區(qū)域作物料恒算得

15、 從而有將 ，帶入上式得,二、提餾段操作線方程提餾段操作情況的分析如圖９－１２所示，其理論塔板數(shù)接著精餾段繼續(xù)往下數(shù)。再沸器將塔釜出來的液體部分氣化，其液體作為塔底產(chǎn)品連續(xù)排出，而氣體則回流入塔，這種再沸器的效果相當于一塊理論塔板，所以整個精餾塔的理論塔板數(shù)應當包含再沸器這一塊。,即提餾段的操作線方程,19,若對提餾段任一塔板（第m層）列物料恒算式，可得 從圖９－１３看出，式（９－３８

16、）中右邊的分子表示經(jīng)過第m塊塔板氣相的提濃程度，分母表示經(jīng)過第m塊塔板液相的提濃程度，且其提濃程度（或該板的分離能力）也可用途中平衡線與操作線之間的梯級（三角形）的跨度大小形象地表示。,20,9.4.3加料線方程一、進料熱狀況參數(shù)q當進料流量和組成一定時，其溫度狀況將會直接影響到提餾段內氣液相流量與精餾段內氣液相流量之間的關系，從而會影響到塔的分離能力。進料狀況通常用一個叫做進料熱狀況參數(shù)q來描述。 圖９－１４表示了加料

17、板及其上面一塊塔板至今的物流關系。,21,對虛線所劃定的區(qū)域作物料恒算和熱量恒算?？偽锪虾闼恪?總熱量恒算,可得 　 令 則從上式中得,22,二、五種進料狀況下ｑ的計算 精餾塔的進料通常有五種情況，分別為：１、過冷液體；２、飽和液體；３、氣液混合物；４、飽和蒸氣；５、過熱蒸氣。它們對精餾塔內的氣液相流量將產(chǎn)生不同的影響，現(xiàn)結合圖９－１５進行分析。,23,廣義的說，進料熱狀況參數(shù)都可看作是進料中飽和

18、液體的摩爾分率。飽和液體進料， ；飽和蒸氣進料， ；氣液混合物進料， ；這三種情況下進料熱狀況參數(shù)很容易確定。而對冷液進料和過熱蒸氣進料，ｑ可采用以下方法進行計算。過冷液體：　過熱蒸氣：,24,上式是精餾段和提餾段交點ｄ的軌跡方程，它是一條過點 、斜率為 的直線。該直線僅與 、 有關，所以常稱之為加料線方 程，簡稱

19、為ｑ線方程。,精餾段、提餾段操作線方程式可分別寫成如下形式：　得 將式整理得,三、ｑ線方程,25,一、理論塔板數(shù)的計算精餾塔內的操作壓力將直接影響到氣液相平衡關系，一般它根據(jù)物系的性質及分離要求來確定，在以后的計算中都假設操作壓力已經(jīng)選定。物系和操作壓力一定時，相平衡關系一定，若此時 、 、 、 和ｑ已知，則精餾段和提餾段的操作線方程也就隨之確定，從而決定了沿塔的逐板組

20、成的變化情況，據(jù)此可確定精餾塔所需的理論塔板數(shù)。,9.4.4精餾塔的設計型計算,26,（１）根據(jù)給定條件寫出各理論塔板上的相平衡方程和操作線方程，并求出兩操作線的交點ｄ的坐標 。相平衡方程改寫成：精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：　（２）從塔頂（也可從塔底）開始進行逐板計算，具體步驟為 從 開始交替運用相平衡方程和操作線方程，可求出各板上氣液兩相的組成。,二元連續(xù)精餾塔理論塔板數(shù)的求取通常采用

21、逐板計算法和圖解法。１、逐板計算法,27,２、圖解法圖解法又稱麥卡勃－蒂列（McCabe-Thiele）法，簡稱M－T法，其原理與主板計算法完全相同，只是將逐板計算過程在ｙ－ｘ圖上直觀地表示出來，其主要步驟為：(1)根據(jù)物系和操作壓力在ｙ－ｘ圖上作出相平衡曲線（１），并畫出對角線（２）作為輔助線；(2)在ｘ軸上定出 、 、 三點，一次通過這三點作垂線分別交對角線于點ａ、ｆ、ｂ；(3)在ｙ

22、軸上定出的點ｃ，連接ａ、ｃ作出精餾段操作線（３）；,28,(4)由進料熱狀況求出ｑ線的斜率，過點ｆ作出ｑ線（４）交精餾段操作線于點ｄ；(5)連接點ｄ、ｂ作出提餾段操作線（５）；(6)從點ａ開始在平衡線（１）和精餾段操作線（３）之間畫階梯，當梯級跨過點ｄ時，就改在平衡線（１）和提餾段操作線（５）之間畫階梯，直至梯級跨過點ｂ為止；(7)所畫的總階梯數(shù)就是全塔所需的理論塔板數(shù)（包含再沸器），跨過點ｄ的那塊板就是加料板，其上的階梯數(shù)

23、為精餾段的理論塔板數(shù),29,例9－7 欲用一常壓連續(xù)精餾塔分離含苯44%、甲苯56%（摩爾百分率，下同）的混合液，要求塔頂餾出液含苯97%，釜液含苯2%。已知泡點回流，且回流比取3。試求泡點進料時全塔需要的理論塔板數(shù)和第二塊下降液體的組成。 解 ：首先作出常壓下苯－甲苯體系的相圖，據(jù)xD=0.97，xF=0.44，xW=0.02定出點a、f、b，然后由xD=0.97,R=3在y軸上定出yc=xD/(R+1)=0.243的點c，

24、并作出精餾段操作線。,圖9－18 例９－７泡點進料時理論板數(shù)的圖解,30,根據(jù)題意有：相平衡方程：精餾段操作線方程：逐板計算過程：,31,二、最佳加料位置的確定在上述求全塔所需的理論板數(shù)時，將跨過點ｄ的梯級定位加料板。,由,通常稱跨越點d的加料板為最佳加料板，任何偏離該位置的加料都會使全塔理論板數(shù)增多，偏離程度越遠，料液濃度與塔內濃度的差異越大，混合效應也越大，需要的理論塔板數(shù)也就越多。,32,三、回流比的選取和理論板數(shù)的捷

25、算法,1 全回流和最少理論板數(shù) 回流比的上限是全回流 ，這時子塔頂上升的蒸氣經(jīng)冷凝后全部回 流入塔，不采出餾出液。因D=0，由全塔物料恒算得， ， ，故進料和出料已顯得無意義，事實上全回流時無進料和出料，因而無精餾段和提餾段之分，如圖９－２０所示。,33,若逐板計算至進料位置，令 ，可得到精餾段所需的最少理論板數(shù)：,在任意一塊理論板n上，存在如下關系：（1）相平衡方

26、程，有（2）操作線方程，可寫成，從塔頂開始交替應用平衡線和操作線方程進行逐板計算，求得最少理論板數(shù),34,2、  最小回流比,最小回流比 可用作圖法或解析法求得。,35,圖9－22 特殊理想體系的最小回流比,（1）作圖法作出最小回流比時的操作線，如圖９－２１和９－２２所示。再利用下式計算：或者,36,2）解析法對于理想體系，最小回流比時靜六段的操作線通過平衡線與ｑ線的交點ｅ。當泡點進料（q＝１）時，

27、q線方程為 ，點ｅ的坐標為 。求得的最小回流比為同樣，露點進料（q＝０）時，ｑ線方程為 ，點ｅ的坐標為， 求得的最小回流比為,37,吉利蘭關聯(lián)圖近似用如下的數(shù)學式表示：　　研究表明，精餾段和全塔的理論板數(shù)之比 近似滿足：　利用吉利蘭關聯(lián)圖及上式可進行精餾塔理論塔板數(shù)的簡捷計算，簡稱理論板數(shù)的捷算法。

28、,3、  適宜回流比的選取和理論板數(shù)的捷算法全回流和最小回流比十精餾塔設計中的最大值和最小值，實際選用的回流比應該介于兩者之間。,38,四、進料熱狀況的選取精餾操作的進料可采用冷液到過熱蒸汽等五種方式，對應的進料熱狀況參數(shù)ｑ值從大至小變化。進料預熱程度愈高，對精餾分離愈不利。 從分離角度來看，應盡可能降低進料的溫度。但另一方面，進料余熱程度愈高，需要再沸器提供的上升蒸氣量愈小，從而再沸器負荷也愈小。通常料液預熱至泡點附

29、近最為常見，除綜合考慮了上述因素外，泡點進料還有一個好處：可以避免季節(jié)變化引起料液溫度變化而影響精餾塔操作的穩(wěn)定性。 當然若精餾塔的進料受前段工序的影響本身就是氣相，那么為減少能耗，一般不再將它冷卻而直接采用氣相加料。,39,五、實際塔板數(shù)的計算,理論板假定是一種極限情況，操作中的實際塔板因氣液相接觸界面有限，接觸的時間也不可能無窮大，故離開塔板的氣液兩相通常大不到相平衡，即實際塔板的分離效果常常不如理論板。一般用單板效率也稱默弗里

30、（Murphree）板效來描述實際塔板的分離能力．板的氣相單板效率為,若一液相濃度的變化 來定義，則第ｎ塊塔板的液相默弗里板效為,40,除單板效率外，工程中還常用全塔效率 或稱總板效率來描述塔板上傳質的完善程度。,影響塔板效率的因素很多，可概括為以下三大類：（1）物性參數(shù)，主要為氣液兩相的物性如密度、黏度、表面張力、相對揮發(fā)度、擴散系數(shù)等；（2）結構參數(shù)，主要為塔板的結構如塔板型式、板間距、板上開孔和排列

31、情況等；（3）操作參數(shù)，主要為氣液相的流速、回流比、溫度、壓力等。,41,9.4.5精餾塔的操作型分析和計算,精餾操作型問題中塔板數(shù)和進料位置確定，餾出液和釜液組成則通常未知，故塔內的操作線方程難以直接確定，且加料不一定在最佳位置。因此求解該類問題是常常需要試差。精餾操作型問題包括定性分析和定量計算兩部分。在精餾操作型問題的定性分析中應首先判斷精餾段、提餾段斜率的變化，然后再M－T圖上畫出操作線（或者直接判斷精餾段、提餾段分離能力

32、的變化），最終確定餾出液和釜液濃度的變化，采用逐板計算或M－T圖解得出另一個，最后用全塔物料恒算關系來校驗。,42,9.4.6二元連續(xù)精餾的其他流程一、直接蒸汽加熱流程,直接蒸氣加熱流程如圖９－２７（a）所示。,43,根據(jù)全塔物料衡算　將上式與間接蒸汽加熱的全塔物料衡算式比較得,現(xiàn)再分析直接蒸氣加熱時的操作線。 物料衡算方程得即另一方面，根據(jù)恒摩爾流假定， ， ，故,44,二、分凝塔和

33、冷回流流程生產(chǎn)上有時采用圖９－２８所示的冷凝流程：從塔頂上升的蒸氣先經(jīng)過一個分凝器部分冷凝，冷凝液作為回流進入塔內，為冷凝的氣體進入后續(xù)的全凝器繼續(xù)冷凝并冷卻作為產(chǎn)品采用。該流程實際是將蒸汽逐級冷凝，可避免冷凝器過大，同時易實現(xiàn)跑電回流操作。若離開分凝器的兩相達到氣液相平衡，則分凝器可看成是一塊理論板，此時的徑流相當于全塔多了一塊理論板。,45,由于精流操作線是以塔內氣液相負荷計算的，所以在精餾段操作線方程中回流比R（內回流比）與外回

34、流比 （即通常說的回流比）之間存在如下關系：,為便于控制回流液量，生產(chǎn)中也常將塔頂上升蒸汽經(jīng)全凝器直接冷凝、冷卻至泡點以下，其中的一部分在回流入塔，這就是冷回流流程，如圖９－２９所示，此時回流入塔的液體量 （稱外回流）與塔內下降的液體量L（稱內回流）不再相等，同時Ｖ也不等于 。設回流液溫度為 ，塔內第一塊板的溫度為 。由于冷回流類似于冷液加料，有,,46,生產(chǎn)上有時需要將不同濃度的幾股原料同時在一個塔內進行精

35、餾，就是多股加料流程，通常它較很和加料效果好。圖９－３０（a）是一個具有兩股加料的精餾塔,圖９－３０（b）給出了該流程的操作線示意圖。,三、多股加料和側線出料流程,47,對該塔的操作線分析應根據(jù)塔內氣液相符合分為三段來進行， 其中 Ⅰ、Ⅲ段就是普通精餾塔的精餾段和提餾段，而第Ⅱ段的操作線可通過虛線范圍內的物料衡算，得　塔內各段氣液相負荷之間滿足：　通常三段操作線方程的斜率存在如下關系：,,48,當同時需要組成不同的兩種或多種

36、產(chǎn)品時，可在塔內相應塔板上側線抽出，這就是側線出料流程，通常側線抽取的是飽和液體或飽和蒸氣。圖９－３１是一個具有單側線出料的精餾塔，該塔的操作線也應根據(jù)塔內氣液相負荷分為三段，其中Ⅰ、Ⅲ段的為普通操作線方程，而第Ⅱ段的操作線也可通過虛線范圍內的物料恒算，得　 塔內各段氣液相負荷之間則滿足：,49,四、回收塔流程,只有提餾段沒有精餾段的精餾塔稱為回收塔。回收塔操作的主要目的在于回收稀溶液中的輕組分，對流出液濃度的要求不高，通常

37、它適用于物系在低濃度范圍內相對揮發(fā)度較大的場合。若加料為泡點狀況，則塔內的氣液相負荷滿足：所以提餾段操作線方程可寫成如下形式,圖９－３２（b）給出了該流程的Ｍ－Ｔ圖解示意。,50,9.5.1水蒸氣蒸餾 對沸點較高或高溫下易分解，且不溶于水的物系，蒸餾時可直接往釜內通入水蒸氣。此操作過程中水蒸氣一方面作為蒸餾的加熱劑，另一方面作為夾帶劑將易揮發(fā)組分從塔頂帶出，經(jīng)冷凝分層后除去其中的水分從而得到產(chǎn)品。上述蒸餾方法稱為水蒸氣

38、蒸餾。 水蒸氣蒸餾的優(yōu)點是可以降低系統(tǒng)的沸點，從而降低蒸餾的操作溫度。它不僅適用于簡單蒸餾，也適用于連續(xù)精餾。如在原油煉制的常、減壓蒸餾塔中，常采用從塔底通入水蒸氣的方法來降低蒸餾的操作溫度，并回收塔底重油中的輕組分。 水蒸氣蒸餾降低沸點的原理是：互不相容的液體混合物的蒸氣壓等于各純組分的飽和蒸氣壓之和。,9.5 其他精餾方式,51,用一飽和系數(shù) 對此情況作出修正： 值一般在0.6~0

39、.8之間，考慮到影響后作為帶出劑的水汽用量為,若帶出的A組分量為GA（質量），則水蒸氣用量GW（質量）可按分壓定律從沸點時的蒸氣壓數(shù)據(jù)計算，得 即,如圖9—33所示，設某容器內裝有溫度為t的純水W，然后往里面滴加少量的苯A?；旌衔锲胶獾臍庀嗫倝毫χ图唇Y合蒸氣壓方程式，可得操作壓力P下水汽蒸餾的溫度（即混合液的沸點）。,52,,9.5.2間歇精餾當混合液的分離要求較高而處理量不大或料液的品種和組成經(jīng)常變化時，可采用如圖9－34

40、所示的間歇精餾流程。間歇精餾實際上是在簡單蒸餾釜的上方加有一段較高的精餾段，因為它的分離作用，間歇精餾能夠達到較高的分離要求。間歇精餾又稱分批精餾，其過程特點是：（1）它是一個不穩(wěn)定的操作過程。原料液在精餾開始之前一次性投入精餾釜，隨后由于,精餾過程中餾出液的不斷蒸出，釜液總量和所含的易揮發(fā)性含量逐漸減少，所以當釜液組成降至規(guī)定值后可一次性排料，然后開始下一批操作。（2）于普通精餾相比，間歇精餾只有精餾段，沒有提留段，因此為獲得同樣組成

41、的產(chǎn)品，間歇精餾的能耗較連續(xù)精餾大。,53,一、恒回流比操作間歇精餾的恒回流比操作是在精餾過程中一直保持回流比R不變，此時塔頂餾出液組成xD隨釜液組成xW的下降而不斷降低，其塔內的操作線和逐板組成變化關系如圖9—35所示。對于理想物系有當回流比R選定后，可畫出操作線，再從點至點，在操作線和平衡線之間畫階梯，就能確定全塔需要理論板數(shù)N。,54,根據(jù)物料衡算，可得從 時釜液量和組成之間滿足如下關系： 該段

42、時間內餾出液的平均組成為 再利用上式求出 ，并將 與規(guī)定要求的 比較，若 ，則計算有效，否則需要重新設定 從頭計算。確定R后，可求得恒回流比間歇精餾時所需的總氣化量 為 若塔釜的汽化速率為V，則每批物料的蒸餾時間 為,一旦R、N確定后，最后還需檢驗所選擇 是否合適，即能否滿足餾出液平均組成 的要求。具體方法見下：,55,二、

43、恒餾出液組成操作,設計恒餾出液組成的間歇精餾時，其操作回流比R和理論塔板數(shù)N的確定較為簡單。因釜液組成不斷下降，而餾出液組成不變，故精餾終態(tài)時刻對塔的分離要求最高，回流比和理論板數(shù)的求取都要以該狀態(tài)為基準。N確定后，各時刻的回流比R與釜液組成之間的函數(shù)關系由圖9—36確定。若仍保持塔釜的氣化速率V一定，則因恒餾出液組成操作時R不斷變化，各瞬時的餾出液量液隨之變化。每批物料的蒸餾時間和塔釜總氣化量可通過以下方法求取。,56,假設每批投料的

44、量和組成為 ,某時刻 之前得到的總餾出液量為 ，則根據(jù)全塔物料衡算有將上式對x微分得 在 時間段內，塔釜的汽化量應等于塔頂?shù)恼魵饬?，?積分后得到處理每批物料的蒸餾時間 塔釜總氣化量 為,57,9.5.3恒沸精餾和萃取精餾,一、恒沸精餾在被分離的二元混合液中加入第三組分，該組分能與原溶液中的一個或者兩個組分形成最低恒沸物，從而形成了“恒沸物—純組分”的精餾

45、體系，恒沸物從塔頂 蒸出，純組分從塔底排出，這種形式的精餾稱為恒沸精餾，其中所添加的第三個組分稱為恒沸劑或者夾帶劑。決定恒沸精餾可行性和經(jīng)濟性的關鍵是恒沸劑的選擇，對恒沸劑的要求主要有：（1）與被分離組分之一（或之三）形成最低恒沸物，其沸點與另一半從塔底排出的組分要有足夠大的差別，一般要求大于100C。（2）希望能與料液中含量較少的那個組分形成恒沸物，而且夾帶組分的量要盡可能高，這樣夾帶劑用量較少，能耗較低。（3）新形成的恒沸物要易于

46、分離，以回收其中的夾帶劑。如乙醇—水恒沸精餾中靜置分層的辦法。（4）滿足一般工業(yè)的要求，如熱穩(wěn)定、無毒、不腐蝕、來源容易、價格低廉等。,58,圖9—37是以苯作為夾帶劑恒沸精餾制取無水酒精的工業(yè)流程。,59,二、萃取精餾 在被分離的二元混合液中加入第三組分，若該組分與原溶液中A、B兩組分的分子作用力不同，能有選擇性地改變A、B的蒸氣壓，從而增大它們的相對揮發(fā)度，或打破原恒沸體系，使精餾得以進行，這種形式的精餾稱為萃取精餾。

47、其中所添加的第三組分稱為萃取劑，它不與其他組分形成恒沸物，且沸點很高，精餾時從塔底排出。 決定萃取精餾可行性和經(jīng)濟型的關鍵是萃取劑的選擇，對萃取劑的要求主要有：（1）選擇性高，加入少量萃取劑就能使原組分間的相對揮發(fā)度顯著增大。（2）溶液度大，能和任何濃度的原溶液互溶，以避免分層，否則難以充分發(fā)揮萃取精餾的作用。（3）揮發(fā)性小，其沸點比混合液的其他組分高得多，以保證塔頂產(chǎn)品的質量，也易于另一組分分離，但沸點也不能太高，否則會造

48、成回收困難。（4）滿足熱穩(wěn)定、無毒、部腐蝕、來源容易、價格低廉等一般工業(yè)要求。,60,一個較為典型的萃取精餾實例是以苯酚作為萃取劑分離異辛烷和甲烷的混合液。,61,三、橫沸精餾與萃取精餾的比較 一些物系的分離既可以用恒沸精餾，也可用萃取精餾，究竟選擇何種操作方式，需要作以下考慮。恒沸精餾和萃取精餾都是在被分離的混合液中加入第三組分，以提高組分間的相對揮發(fā)度，這是兩者的共同點，但它們之間也存在差異：1)恒沸劑要與被分離組分形成

49、恒沸物，而萃取劑無此要求，因此萃取劑選擇的范圍較恒沸劑廣。2）恒沸劑從恒沸精餾塔的塔頂蒸出，而萃取劑從萃取精餾塔的塔底排出，因此一般說來恒沸精餾的熱量消耗較萃取精餾塔，只有恒沸劑夾帶含量較少的組分時，這一差別才會縮小。3）一定總壓下恒沸物的組成、溫度是恒定的，因此恒沸劑的選擇的使用量有特定要求；而萃取劑的用量可在一定范圍內變化，較為靈活。4）萃取劑必須從塔的上部不斷加入，因此萃取精餾不適宜間歇精餾；恒沸劑既可從塔頂加入，也可于料液一起加

50、入塔釜，因此恒沸精餾能用于大規(guī)模的連續(xù)生產(chǎn)和試驗室的間歇精餾。5）恒沸精餾的操作溫度通常比萃取精餾低，故當有熱敏性組分存在時，采用恒沸精餾更合適。,62,9.5.4反應精餾 工業(yè)中多數(shù)情況下反應和分離這兩個單元在不同的設備中單獨進行，即在反應器中進行化學反應，在分離設備中實現(xiàn)組分間的分離。但是隨著科技的發(fā)展，發(fā)應和分離結合在一個設備中的單元——伴有化學反應的分離過程已日益引起人們的重視，這些過程由于反應和分離的耦合作用，

51、使反應和分離效果都得以加強，從而使產(chǎn)品的質量和收率都得到了提高，除此之外它們還具有設備投資少，能耗低等一系列優(yōu)點。這里講述反應和精餾耦合在一氣的單元操作，稱之為反應精餾。 反應精餾過程在一個反應精餾塔中完成，該塔除了實現(xiàn)組分間的分離外，還同時伴隨著化學反應。 反應精餾能夠用于醚化、酯化、水解、烷基化等多種過程，但由于反應精餾塔內包含反應和多組分分離等復雜的相互影響，加上過程實施時還存在著一些難點，所以目前對某

52、些反應精餾過程的開發(fā)尚處于研究階段。,63,圖9—39是工業(yè)上一個典型的催化精餾過程，甲醇和異丁烯在強酸性離子交換樹脂上催化反應生成甲基叔丁基醚（簡寫為MTBE）。,64,9.6.1多元精餾的特點 多元連續(xù)精餾裝置通常由多個精餾塔組成，除了最后一個塔分離二元組分外，其余各個塔只能分離出一個高純組分，因此若要實現(xiàn)C個組分的高純度分離，需要C-1個精餾塔。 若組分數(shù)愈多，供選擇的流程方案也愈多。究竟選用何種流

53、程，應該注意以下幾個因素：（1）對熱敏性組分，為減少被加熱的次數(shù)，應優(yōu)先分離；對有強腐蝕 性的組分，為避免多個設備的腐蝕，也應優(yōu)先分離。（2）對純度要求較高的組分，最好從塔頂蒸出。（3）若存在一對較難分離的相鄰組分，宜置于最后分離。（4）各組分在流程中的氣化、冷凝次數(shù)應盡可能少，以降低設備的負 荷和能耗。,9.6 多元精餾,65,如對三元物系（設按揮發(fā)度從大到小以此為A、B、C，以

54、下同）的雙塔精餾流程，可安排圖9—40（a）、（b）兩種方案（也稱塔序）。,66,當物料的處理量較大，而產(chǎn)品的純度要求不高時，可采用帶有側線出料的復雜塔流程。一般側線產(chǎn)品的純度不高，但使用側線出料流程可以大大減少精餾塔的個數(shù)。如在煉油工業(yè)中，原油經(jīng)精餾后按沸程從低到高依次為汽油、煤油、柴油、潤滑油和重油，這些產(chǎn)品都是具有一定沸點范圍的混合餾分，可以從側線采得。原油加工的常壓蒸餾塔如圖9—41所示，它由一個主塔和一個側塔組成。側塔包含三個

55、重疊的氣提塔，它們的作用是逐出側線餾分中的低沸點組分。,67,多元精餾除流程較復雜外，多元物系的氣液相平衡關系也很復雜，通常引入相平衡常數(shù)K來描述。對組分 ，有 這樣多元物系的氣液相平衡關系就歸結為各個組分相平衡常數(shù) 的求法，多元體系中組分 相對于組分 的相對揮發(fā)度 為 對理想物系，有,68,9.6.2多元連續(xù)精餾的計算簡介一、全塔物料衡算 在多元

56、精餾塔中，通常吧對分離程度起決定作用而必須這種控制的組分稱為關鍵組分，其中揮發(fā)度較大的稱為輕關鍵組分，揮發(fā)度較小的稱為重關鍵組分。 組分的濃度不能任意規(guī)定，它們受到精餾塔分離能力的制約。多元連續(xù)精餾塔重單憑全塔物料衡算還不能確定塔頂、底的量和組成。以精餾A、B、C三元物系的精餾塔為例，全塔物料衡算關系為,四個未知數(shù)——餾出液量D、釜液量W、組成 和 不能直接計算，尚缺一個方程。為此通常采用一些假定給予補足。,69

57、,根據(jù)補足方程的不同形式，全塔物料衡算可分為清洗分割和非清晰分割兩種。1、  清晰分割 若選取的輕、重關鍵組分式相鄰組分，且這兩個關鍵組分間的相對揮發(fā)度較大，其分離要求也較高，即輕、重關鍵組分分別在塔底、塔頂產(chǎn)品中的濃度較低。此時可認為比輕關鍵組分更輕的組分全部從塔頂餾出，而不在塔頂出現(xiàn)。即認為除了關鍵組分之外的其他組分要么完全從塔頂餾出，要么完全從塔底排出，不會在餾出液和釜液中同時出現(xiàn)，該方法稱為清晰分割。

58、采用該假定后能夠補足全塔物料衡算中所需的方程數(shù)。2、  非清晰分割 若各組分間得相對揮發(fā)度不大或者選取得輕、中關鍵組分之間還夾有其他組分，分離要求也不是很高，那么各個組分都會在塔頂、塔底產(chǎn)品中出現(xiàn)，此時不能用清晰分割法進行計算。,70,全回流操作時，餾出液和釜液得組成與最小理論板數(shù)之間得關系可近似用式得芬斯克（Fenske）方程來描述，對輕、重關鍵組分而言，有或寫成

59、 由于同一混合物中組分的摩爾分率之比等于摩爾數(shù)之比，所以又可表示為 同理，對任意組分，,71,由上面兩式得 由上式描述了全回流下各組分在餾出液和釜液中的分配情況。根據(jù)非清晰分割假定，任意回流比下也有上述分配關系，即后面一個等號也成立： 此式就是非清晰分割法描述得任意情況下各組分在餾出液和釜液中分配的基本關系，通常稱之為哼斯特別克（Hengsterbeck）法。,72,多元精餾得最小回流比很

60、難嚴格計算，常采用一些簡化的公式進行估算。最常用得時恩德伍德（Underwood）方程，這是針對理想物系和基于恒摩爾流假定德基礎上得到的，共包括以下兩個方程： （9—94） （9—95）式中，為基準組分（常取重關鍵組分）； 為進料液的液相分率。求解時，首先根據(jù)式（9—94）求方程的根 有C個，所以若輕、重關鍵組分是相鄰組分，則應選擇滿足下式的 值 若輕、重關鍵組分不是相鄰組分，則先算出各個 下對應

61、的 ，然后取這些數(shù)的算術平均值作為最小回流比。,二、捷算法求理論板數(shù),73,六、填料層高度的計算精餾除了在板式塔內進行外，也常使用填料塔。填料精餾塔與板式精餾塔的不同之處在與塔內氣液相濃度前者呈連續(xù)變化，后者則呈逐級變化。設計填料精餾塔的關鍵之一是確定全塔所需要的填料層高度。通常以理論板數(shù)乘以等板高度（用ＨＥＴＰ表示，Height Equivalent of a Theoretical Plate）求填料層高度，即